苯-甲苯连续精馏塔的设计书

1 苯 一、设计任务 ： 试 设计一连续浮阀精馏塔以分离苯 体工艺参数如下： 1、原料处理量：年处理 76000 吨苯 2、原料液中苯含量： %（质量）。 3、产品要求：馏出液中的苯含量为 97 %（质量）。 釜液中的苯含量不高于 2 %（质量）。 设备的年运行时间平均为 300 天。 二、设计条件 ： 1、加热方式：间接蒸汽加热，蒸汽压力为 2、操作压力：常压。 3、进料状况： 泡点进料 。 4、冷却水进口温度： 25 ，出口温度自定。 5、塔板形式：浮阀塔板。 三、应完成的工作量： 1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。 2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。 3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。 4、编写设计说明书一份。 5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。 表格 表 1 物料衡算结 果 表 2 苯和甲苯的气液平衡数据 表 3苯和甲苯的气液平衡数据 表 4 苯、甲苯的 2 表 5 苯，甲苯的饱和蒸汽压 表 6 塔的工艺条件及物性数据计算结果 表 7 精馏段和提馏段气液负荷计算结果 表 8 物性系数 K 表 9 雾沫夹带线取点 表 10 液泛线取点 表 11 冷凝器和再沸器的热负荷 表 12 塔各接管及材料 表 13 塔间距与塔径的关系 表 14 塔体计算结果 表 15 筒体的设计参数 表 16设计结果汇总 附表 1 常压下苯甲苯的气热平衡数据表 附表 2 苯和甲苯的物理性质 附表 3 苯和甲苯的 液相密度 附表 4 液体表面张力 附表 5 液体黏度 附表 6 液体汽化热 图 图 1精馏操作流程 图 2精馏工艺流程图 图 3全凝器内物流流程图 图 4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程 图 5设计思路流程图 图 6苯 图 7理论塔板数 图 8 史密斯关联图 图 9 精馏段和提馏段阀孔数 图 10 泛点负荷系数 图 11精馏段操作性能图 图 12 提馏段操作性能图 图 13 全塔能量衡算图 图 14 封头 符号说明 英文字母 3 塔板上鼓泡区面积， 板上液流面积 ， 降 液管截面积 ， 塔截面积 ， C 操作条件下的负荷系数，无因次； 泛点负荷系数，无因次； 当液体表面张力为 20 计算 因次； 阀孔直径 ， m； D 塔径 ， m； 馏出液摩尔流量 ，h 雾沫夹带量， E 液流收缩系数，无因次； 总板效率 (全塔效率 )，无因次； 气相动能因数 ， （ s ）； g 重力加速度 ， m 进口堰与降液管间的水平距离 ，m； 与干板压强 降相当的液柱高度， 与液体经过降液管时的压强降相当的液柱高度， 与板上液层阻力相当的液柱高度， 板上清液层高度， m； 齿形堰的齿深， m 降液管的底隙高度 ， m； 堰上液层高度 ， m； 出口堰高度 ， m； 降液管内清液层高度 ， m； 板距 ， m； K 物性系数，无因次； 堰长 ， M； L 液体摩尔流量 ， h 液体流量 ， h； 液体流量 ， s； 实际板层数； 理论板层 数； P 压强降， R 鼓泡区半径， m，或回流比，无因次； t 孔心距 ， m； t 排间距 ， m； u 空塔气速 ， m/s； 极限空塔速度 (液泛速度 )，m/s： 阀孔气速 ， m/s； 临界孔速 ， m/s； uo 降液管底隙处液体流速 ,m/s； 气体流量 ， h 气体流量 ， s： 边缘无效区宽度， m； 弓形降液管宽度， m； 破沫区宽度， m； x 液相中易挥发的摩尔组成；或鼓泡区 1/2的宽度， m； 4 y 气相摩尔组成； Z 板式塔的有效高度， m； 希腊字母 o 板上液层充气系数，无因次； 液体在降液管内停留时间 ,s； 粘度 ， s； l 液体密度 ， kg/v 气体密度 ， kg/ 液体的表面张力， m； 计算液泛时的系数，无因次； 下标 D 馏出液； F 原料液 ； h 小时 ； s 秒 ； i 组分序号 ； m 平均 ； 最大的 ； 最小的 ； n 塔板序号； V 气体的。 5 一、 设计方案的确定 确定设计方 案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 压、常压、减压） 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料 ，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 由于苯和甲苯在常压下有很好的分离效果，而且苯和甲苯也不是难挥发的物质，同时也从合理的经济成本和设备条件来考虑 状况） 选择泡点进料 进料状态直接影响塔板数、塔径、回流量、塔的热负荷等参数的计算，所以在工艺计 算前要首先加以确定。进料有多种热状态形式，如冷进料、泡点进料点 液共进料、饱和蒸气进料等但一般多采用泡点或接近泡点进料，这样塔的操作较易控制，精馏段与提馏段的塔径相同，使塔的设计和制造更简便。 对于泡点进料，由于原料与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，这样较好的提高原料液的分离。另外，也是为了使塔的操作处于稳定，不受季节的影响。 接或间接） 选择间接加热 如果分离的混合溶液为水溶液，且水是难挥发组分，这选择直接加热较好，以省去再废气，提高热能利用率。但是直 接加热时的理论板较间接蒸气时稍多，同时本次分离溶液的不是水溶液，所以采用间接加热的方式。 6 在精馏装置中，可采用中间再沸器，由于塔中间液体沸点低于釜液，所以中间再沸器的温度比塔底再沸器的温度低，因而可以利用比塔釜热源温度低的加热剂来加热，降低能量消耗。同样，也可设置中间冷凝器，由于塔中蒸气温度高于塔顶，所以可回收能位比塔顶更高的热能。这样都可以提高精馏塔的热力学效率。 当然，采用上述方式节能或余热利用时还需考虑所增加的设备费用，以及可能给操作带来的不利影响。 一个 正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的影响的干扰 (如回流比、进料组成发生波动等 )，全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应的变化。因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液组成的变化。 仔细考察操作条件变动前后的温度分布的变化，即可发现在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化最为显著。或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。将感温元件安置在灵敏板上可以较早察觉精馏操作所受的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶馏出液组成尚未产生变化之前先感受到进 料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定馏出液的组成。因此，在设计过程中根据不同回流比大小来确定全塔组成分布和温度分布，画出以塔板序号为纵坐标、温度变化为横坐标的温度分布曲线，得到温度变化最明显的位置，即为灵敏板位置。 苯和甲苯的混合溶液经原料预热器加热到泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。 流程简图： 7 图 1 精馏操作流程 原料液走向图 : 图 2 精馏工艺流程图 8 全凝器内物流的走向 : 图 3 全凝器内物流流程图 再沸器内物流的走向 : 图 4 再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。本设计采用浮阀式连续精馏塔，要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器 这里采用全凝器，可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用 9 间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 图 5 设计思路流程图 二、 精馏塔的工艺设计计算及结构设计 甲苯的混合物 原料液处理量 76000t/年 原料液（含苯） 2705%（质量分数） 进料温度 泡点进料 塔 顶产品（含苯） 9%（质量百分数） 塔底残液（含苯） 2%（质量百分数） 操作压力 常压 单板压降 (1)原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数 =92/8/=X = 92/378/97 78/97 =板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 冷凝器与再沸器的选型 塔附属设备计算 10 92/9878/2 78/2 =2)平均摩尔质量 78.+( 92=M = 78+( 92=kg/M 78+( 92 kg/3)物料衡算 总物料衡算 D +W =76000000/(300 24) 易挥发组分物料衡算 +=76000000/(300 24) 联合以上二式得： F =h F=h D =h D=h W =h W=h 表 1 物料衡算结果 项目 含苯摩尔分数 平均摩尔质量kg/料量 /(kg/h) 产品溜出液量/(kg/h) 产品釜液量/(kg/h) 塔顶 进料 0 塔釜 0 表 2 苯和甲苯的气液平衡数据 x y （ 1）根据苯和甲苯的气液平衡数据做 11 图 6 苯 （ 2）求取最小回流比 为是泡点进料，在苯和甲苯的 y e（ 垂线即为进料线（ 该线和平衡线的交点坐标为（ 此即最小回流比时和操作线与平衡线的交点坐标，依最小回流比计算式： 7 9 1 7 4 7 xy （ 3） 计算平均相对挥发 度 表 3 苯和甲苯的气液平衡数据 温度 / 5 90 95 100 105 110.6 x y 查常压下气液平衡数据可知： 当 t 同理： 5100 t 12 t 所以， 苯和甲苯的饱和蒸气压可以用 03 表 4 苯、甲苯的 数 组分 A B C 苯 苯 算，所得数据如下： 表 5 苯，甲苯的饱和蒸汽压 组分 饱和蒸汽压 /顶 进料 塔釜 苯 苯 顶 料 底 塔平均相对挥发度为 wD m 精馏段平均相对挥发度 FD m 提馏段平均相对挥发度为 FW m （ 4） 最佳回流比的确定 l g ( ) ( ) 1 1 g 13 实际回流比的确定： 实际回流比通常是最小回流比的 ，这里取 R= 5） 精馏段和提馏段理论塔板层数 求精馏塔的汽液相负荷 =R =(R+1) =(） =+= =馏线操作方程 ; y= 2 4 6 6 2 2 6, n 提馏线操作方程 ; y = 0 1 2 0 6 6 6 6 3 6 , , , n 用图解法作图求得理论塔板数， 14 精馏段一共有 8块塔板，进料板在第 8 图 7理论塔板数 块板，提馏段有 9块塔板（不包括再沸器） （ 6） 全塔效率 据奥康奈尔方法： )L 2 根据塔顶和塔底液相组成查苯和甲苯的 t x 得塔的平均温度为 （ 该温度下进料液相平均黏度为： m +（ 甲 苯 S 所以 )L = 应指出奥康奈尔方法适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说， 总效率要适当提高。本设计总效率设为 50% 15 （ 7） 实际塔板数 精馏段 8/16 取 16块 提馏段 9/18 取 18块 （ 1）操作压力 塔顶压强 每一层塔板的压强降为 ，则进料压强 6 釜压强 6 馏段的平均操作压强： 馏段的平均操作压强： 116 2） 温度 前面计算可知： 精馏段的平均温度 = FD t 提馏段的平均温度 = FW （ 3）平均摩尔质量 顶 x 78+（ 92 78+（ 92 kg/料板 x 78+（ 92 78+（ 2 釜 78+（ 92 16 78+（ 92 精馏段的平均摩尔质量： （ （ 馏段的平均摩尔质量 （ （ 4）平均密度 液体密度 由 15kg/m 10kg/m 依下式 1/ 塔顶 1/ 15+10 3m 进料板，有加料板液相组成 95kg/m 92kg/m 2 8 1 83 1 83 1 A 1/ 95+（ 3m 由 833m 813m 塔釜 1/ 83+（ 3m 故精馏段平均液相密度： 精 ） （ 3m 提馏段平均液相密度： 提 ） （ 3m 气相密度 17 精 ） m 精 ）) 1 6 3m 提 ） m 提 ）) 3(3 1 6 3m （ 5） 液相表面张力 m m 1x m（ 顶 ） m m（ 进 ） =mN/m m（ 提 ） =mN/m 则精馏段平均表面张力为： m（ 精 ） （ mN/m m（ 提 ） （ 19.1 mN/m （ 6）液体黏度 A=S B=S A=S B=S A=S B=S 1xn 顶 ） m( 进 ）=m( 提 ）=精馏段平均液相黏度 精 ）（ 馏段平均液相黏度 提 ） （ 6 塔的工艺条件及物性数据计算结果 项目 数值及说明 备注 18 操作压力 /顶 进料 塔釜 精馏段 提馏段 116 操作温度 /C 塔顶 进料 塔釜 精馏段 提馏段 液体密度 /(kg/ 塔顶 进料 塔釜 精馏段 提馏段 气体密度 /(kg/精馏段 提馏段 液体表面张力 /(塔顶 进料 塔釜 精馏段 提馏 段 液体黏度 /顶 进料 塔釜 精馏段 提馏段 19 由 V=L+D L=得 V=(R+1)D=() h 由于是泡点进料 所以 q 1 ， V V L=h L =L+F=h 转换为质量流量 V h V h L kg/h L kg/h 转化为体积流量 V 3600 V 3600 （ 3600） L 3600 （ 1）塔径 D 精馏段的塔径 ： 空塔气速 m a x()安 全 系 数 依据 a x 式中 1史密斯关联图查 出， 20 图 8 史密斯关联图 横坐标的数值 0 4 5 7 Vh 取塔板间距 层液层高度 图中参数值 . 4 5 - 0 . 0 7 0 . 3 8 由以上数据，查图 6 1得 公式 0 0 校正得： 则 a x 取安全系数为 塔气速 u=s 21 塔径 6 s 所以按标准塔径圆整为 D=馏段的塔径：空塔气速 m a x()安 全 系 数 依据 a x 式中 1史密斯关联图查出，横坐标的数值 1 0 3 3 3 6 Vh 取塔板间距 层液层高度 图中参数值 . 4 5 - 0 . 0 7 0 . 3 8 由以上数据，查图得 公式 0 0 校正得： 则 a x 取 安全系数为 塔气速 u=s 塔径 9 s 所以按标准塔径圆整为 D=22 塔截面积 实际空塔气速 精馏段： 9 5 4 提馏段： 精馏段安全系数： 范围之间，合适。 提馏段安全系数： 范围之间，合适 (2)溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下 溢流堰长 取堰长 出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度23 8 41000 近似取 E=1，则 w)( 精 23 2 9 0 0 w)( 提 mh w 精 mh w 提 弓形降液管形降液管的宽度与面积图 2求取为 图查得A 以m 体在降液管中的停留时间 （ 精 ） L 0 2 6. 0 0 （ 提 ） L 00 留时间 5s，故降液管可以使用 降液管底隙高度003600取 0u s 0( 0( （ 3）塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子0F 10 ，则孔速00(0 s 0(0 s 24 求取每层塔板上的浮阀数，即 N（ 精 ） 取 177个 N（ 提 ） 取 178个 取边缘宽度沫区宽度为算塔板上的鼓泡区面积，即 2x 2 2 2 a r c s i xR x R R R=D/2=D/2-(s)=-( 28 4 8 cs i 020 . 3 8 m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距为 t 算排间距 t ，即 精馏段 t 馏段 t = 虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也是要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用 应该小于此值。故取 t t 75mmt 60腰三角形叉排方式作图 25 图 9 精馏段和提馏段阀孔数 精馏段排得阀数为 151 个 提馏段排得阀数为 151 个 按 N 180个重新核算及阀孔动能因数 精馏段0( s/ 提馏段0u（ 提 ） s/ 精馏段0F= 提馏段0F 阀孔动能因数0在 9 精馏段塔板开孔率0 26 提馏段塔板开孔率0 精馏段和提馏段的开孔率都在 10%14%之间，两者都符合要求。 （ 4）塔 板流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压强降，可以公式 p c lh h h h 干板阻力 11 . 8 2 57 3 . 1()p 精馏段 m/s 提馏段 m/s 因为精馏段和提馏段的 柱 提馏段 柱 板上充气液层阻力 本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取为充气系数0 以 0 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不计。 因 此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液体高度为 27 精馏段 提馏段 则 精馏段单板压降552馏段单板压 降馏段和精馏段的单板压降小于开始假设的单板压降 以假设符合要求。 （ 5）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度， （TH+可以按公式 d p L dH h h h 与气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 精馏段 柱 提馏段 柱 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故可以按公式 () 柱 提馏段06 5800 柱 板上液层高度： 精馏段 馏段 又选定了28 精馏段精馏段 精馏段 （TH+ 馏段 （TH+ 见 （TH+,符合防止淹塔的要求。 （ 6） 雾沫夹带 按公式 泛点率 1 . 3 6vs s A 100 及泛点率 *100%0 . 7 8 A 板上液体流径长度 上液流面积 m 苯和甲苯为正常系统，可以按下表取 物性 K 且从下图查泛点负荷系数 29 图 10 泛点负荷系数 表 8 物性系数 K 精馏段的 提馏段的 30 精馏段的泛点率 %1 0 01 3 3 3 3 泛点率 % 提馏段的泛点率 % 0 01 3 7 8 6 泛点率 % 根据两个泛点公式计算出的泛点率都在 80以下，故可知雾沫夹带量能够满足） /）的要求。 （ 1）雾沫夹带线，按公式 泛点率 1 . 3 6vs s A 按泛点率为 80计算如下 精馏段 3 V 馏段 6 V 上式可知道雾沫夹带线为直线，则 在操作范围内任取两个1） 相应的 31 表 9 雾沫夹带线取点 精馏段 m3/s） s/（ m3/s） 馏段 m3/s） s/（ m3/s） 2） 液泛线 由公式 （ p L dh h h c l o L dh h h h h 忽略 （ 2（ 1+0 ） 2 / 336002 . 8 4 ()1000 sw w l 由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且 ou将上式化简为 精馏段 （ m3/s） s/（ m3/s） 馏段 m3/s） s/（ m3/s） 据数据作出液泛线（ 2） （ 3） 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于 3据公式，液体 32 在降液管内的停留时间为 3600 以 5 精馏段 () （常数）。在3） （ 4） 漏液线 对于10F0 5计算，则0u 5 204d N u则 2 54d N p以0F 5作为规定气体最小负荷的标准，则 精馏段 54 p 5 3 10 3 3/馏段 54 p 4 9 10 3 3/出与液相流量无关的水平漏液线（ 4） (5) 液相负荷下限线 取 堰 上 液 层 高 度 为 液 相 负 荷 下 限 条 件 ， 依 公 式2 / 3m i 0 0 ( )2 . 8 4 ()1000 l E 1，则 精馏段 3/ 33 提馏段 3/别作出塔板负荷性能图上的（ 1）（ 2）（ 3）（ 4）（ 5）条线 由塔板负荷性能图可以看出： （ 1）任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点），处在适宜操作区内的位置。 （ 2）精馏段气相负荷上限是由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 提馏段塔板